本发明涉及石油炼化技术领域，尤其涉及一种炼厂胺液脱硫系统及其脱硫方法。
背景技术：
在炼化生产过程中，原料油经过一次和二次加工，原料油中部分硫化物转化为h2s，h2s最终进入到干气、汽油、液化石油气等产品中。如果这些含硫产品脱硫不达标，作为石油化工原料或燃料使用时将会导致设备、管路的腐蚀，最终造成环境污染，进而危害人体健康。近年来，随着国民经济的发展，石油需求量越来越大，使得国内炼厂对高硫原油和劣质原油的加工量不断增大，在生产中副产大量的含硫产品，增加了脱硫的负荷。另一方面，为减少排放对环境的污染，国家对燃油产品的质量要求也越来越严格。
常用的脱硫剂通常为一种可再生的含水吸收剂，目前，炼厂胺液脱硫的流程结构大体上可分为两类：一类是将脱硫吸收部分分散在各配套装置，溶剂再生在各装置进行分散再生。另一类是将脱硫吸收部分分散在各配套装置，将富溶剂集中到同一再生塔中集中再生。将富溶剂集中到同一再生塔中集中再生的方法虽然可以降低设备投资成本，但是，再生塔的负荷太大，使其寿命降低，另外还容易使胺液受到污染，一旦胺液系统出现诸如带油带烃、胺液发泡等问题查找起来非常困难。
技术实现要素：
本发明的主要目的在于提供一种炼厂胺液脱硫系统及其脱硫方法，旨在降低再生塔的负荷，同时提高其再生效率。
为实现上述目的，本发明提供一种炼厂胺液脱硫系统，包括第一炼厂气脱硫塔、第二炼厂气脱硫塔、富液闪蒸罐以及溶剂再生塔，其中，
所述第一炼厂气脱硫塔和第二炼厂气脱硫塔的底部入口分别用于通入催化干气和催化液化气，所述第一炼厂气脱硫塔和第二炼厂气脱硫塔的塔釜均通过管路与富液闪蒸罐的入口连接以对富液进行闪蒸，所述富液闪蒸罐的出口通过管路与溶剂再生塔的入口连接，所述溶剂再生塔的第一再生贫液出口通过管路与第一炼厂气脱硫塔的脱硫剂入口连接，所述溶剂再生塔的第二再生贫液出口通过管路与第二炼厂气脱硫塔的脱硫剂入口连接，所述第二再生贫液出口的再生深度高于第一再生贫液出口的再生深度。
优选地，所述富液闪蒸罐出口处的管路上还安装有用于对富液进行升压的再生塔进料泵，富液在富液闪蒸罐闪蒸脱除部分轻烃后由再生塔进料泵升压，所述富液闪蒸罐入口处的管路上还安装有用于对富液进行混合的富液混合器。
优选地，所述炼厂胺液脱硫系统还包括第一换热器，该第一换热器上设置有互相换热的第一流道和第二流道，第一换热器第一流道的入口与富液闪蒸罐出口连接，第一换热器第一流道的出口与溶剂再生塔的入口连接，第一换热器第二流道入口与第一再生贫液出口连接，第一换热器第二流道出口与第一炼厂气脱硫塔的脱硫剂入口连接。
优选地，所述炼厂胺液脱硫系统还包括第二换热器，该第二换热器上设置有互相换热的第一流道和第二流道，第二换热器第一流道的入口与第一换热器连接，第二换热器第一流道的出口与溶剂再生塔的入口连接，第二换热器第二流道入口与第二再生贫液出口连接，第二换热器第二流道出口与第二炼厂气脱硫塔的脱硫剂入口连接。
优选地，所述第二换热器第二流道出口处的管路上还安装有第一冷却器。
优选地，所述溶剂再生塔塔底还设有用于维持搭底温度的再沸器。
优选地，所述炼厂胺液脱硫系统还包括与溶剂再生塔依次连接的第二冷却器和酸性气分液罐，酸性气分液罐分离出的酸性水返回溶剂再生塔上部作回流，酸性气分液罐分离出的酸性气送至硫磺回收装置。
本发明进一步提出一种基于上述的炼厂胺液脱硫系统的脱硫方法，包括以下歩骤：
催化干气进入第一炼厂气脱硫塔下部，与从第一炼厂气脱硫塔上部来的可再生的脱硫剂逆流接触，得到净化第一炼厂气物流和高h2s负荷的富液，同时催化液化气进入第二炼厂气脱硫塔下部，与从第二炼厂气脱硫塔上部来的可再生的脱硫剂逆流接触，得到净化第二炼厂气物流和低h2s负荷的富液；
第一炼厂气脱硫塔和第二炼厂气脱硫塔的塔釜富液混合后经富液闪蒸罐脱气后进入溶剂再生塔，溶剂再生塔第一再生贫液出口流出的贫液送至第一炼厂气脱硫塔作为脱硫剂循环使用，溶剂再生塔第二再生贫液出口流出的贫液送至第二炼厂气脱硫塔作为脱硫剂循环使用。
优选地，控制催化干气进入第一炼厂气脱硫塔的进料温度为15℃~50℃，控制催化液化气进入第二炼厂气脱硫塔的进料温度为15℃~50℃，第一炼厂气脱硫塔和第二炼厂气脱硫塔的操作温度均为20℃~65℃，第一炼厂气脱硫塔和第二炼厂气脱硫塔的操作压力为0.1mpa~10mpa。
优选地，富液经闪蒸罐脱气后由经再生塔进料泵升压，压力为0.1mpa~6mpa，升压后的富液经第一换热器换热后温度控制为75℃~115℃；溶剂再生塔塔底温度维持在90℃~150℃。
本发明提出的炼厂胺液脱硫系统，将溶剂再生塔分为两条线产出，这样将溶剂再生塔分为上、下两部分，上部分的贫液采用低深度再生，下部分贫液采用完全再生，通过减小贫液的再生深度这种方法来达到降低再沸器负荷的目的。同时，利用富液闪蒸罐进行高温低压闪蒸，降低再生酸性气烃含量，减少有效资源的浪费。另外，通过对同一h2s负荷的富吸收剂进行集中再生，其再生效率高，同时减少设备投资。
附图说明
图1为本发明炼厂胺液脱硫系统的结构示意图。
图中，c101-第一炼厂气脱硫塔，c102-第二炼厂气脱硫塔，c103-溶剂再生塔，d101-除液罐，d102-富液混合器，d103-富液闪蒸罐，d104-酸性气分液罐，d105-溶剂储罐，d106-凝结器，e101-第二换热器，e102-第一冷却器，e103-第二冷却器，e104-再沸器，e105-第一换热器，p101-再生塔进料泵，p102-酸液回流泵，p103-第二进料泵，p104-第一进料泵。
本发明目的的实现、功能特点及优点将结合实施例，参照附图做进一步说明。
具体实施方式
应当理解，此处所描述的具体实施例仅仅用以解释本发明，并不用于限定本发明。
需要说明的是，在本发明的描述中，术语“横向”、“纵向”、“上”、“下”、“前”、“后”、“左”、“右”、“竖直”、“水平”、“顶”、“底”、“内”、“外”等指示的方位或位置关系为基于附图所示的方位或位置关系，仅是为了便于描述本发明和简化描述，并不是指示或暗示所指的装置或元件必须具有特定的方位、以特定的方位构造和操作，因此不能理解为对本发明的限制。此外，术语“第一”、“第二”等仅用于描述目的，而不能理解为指示或暗示相对重要性。
本发明提出一种炼厂胺液脱硫系统。
参照图1，本优选实施例中，一种炼厂胺液脱硫系统，包括第一炼厂气脱硫塔c101、第二炼厂气脱硫塔c102、富液闪蒸罐d103以及溶剂再生塔c103，其中，
第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的底部入口分别用于通入催化干气和催化液化气，第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的塔釜均通过管路与富液闪蒸罐d103的入口连接以对富液进行闪蒸，富液闪蒸罐d103的出口通过管路与溶剂再生塔c103的入口连接，溶剂再生塔c103的第一再生贫液出口通过管路与第一炼厂气脱硫塔c101的脱硫剂入口连接，溶剂再生塔c103的第二再生贫液出口通过管路与第二炼厂气脱硫塔c102的脱硫剂入口连接，第二再生贫液出口的再生深度高于第一再生贫液出口的再生深度。
第一炼厂气脱硫塔c101的底部入口处还设有除液罐d101。催化干气进入第一炼厂气脱硫塔c101下部的任意位置。催化液化气进入第二炼厂气脱硫塔c102下部的任意位置。第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的脱硫剂入口设置于其上部的任意位置。第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的脱硫剂入口处管路上分别安装有第一进料泵p104和第二进料泵p103。第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102中脱硫剂为含有弱碱的含水混合物，根据需要，还可在其中添加其他组份，弱碱可为链烷醇胺，例如单乙醇胺、二乙醇胺、甲基二乙醇胺等。脱硫剂通常含有10%~50%（质量分数）的碱组分，10%~90%（质量分数）的水和0~50%（质量分数）的其他组份。第一炼厂气脱硫塔c101、第二炼厂气脱硫塔c102以及溶剂再生塔c103可以是任何一种有效的传质塔结构，例如填料塔、泡罩塔、筛板塔、浮阀塔等。本炼厂胺液脱硫系统中机泵采用节能型化工流程泵并配以节能型电机，提高机泵及电机的效率。
进一步地，富液闪蒸罐d103出口处的管路上还安装有用于对富液进行升压的再生塔进料泵p101，富液在富液闪蒸罐d103闪蒸脱除部分轻烃后由再生塔进料泵p101升压，富液闪蒸罐d103入口处的管路上还安装有用于对富液进行混合的富液混合器d102。
进一步地，本炼厂胺液脱硫系统还包括第一换热器e105，该第一换热器e105上设置有互相换热的第一流道和第二流道，第一换热器e105第一流道的入口与富液闪蒸罐d103出口连接，第一换热器e105第一流道的出口与溶剂再生塔c103的入口连接，第一换热器e105第二流道入口与第一再生贫液出口连接，第一换热器e105第二流道出口与第一炼厂气脱硫塔c101的脱硫剂入口连接。
进一步地，本炼厂胺液脱硫系统还包括第二换热器e101，该第二换热器e101上设置有互相换热的第一流道和第二流道，第二换热器e101第一流道的入口与第一换热器e105连接，第二换热器e101第一流道的出口与溶剂再生塔c103的入口连接，第二换热器e101第二流道入口与第二再生贫液出口连接，第二换热器e101第二流道出口与第二炼厂气脱硫塔c102的脱硫剂入口连接。通过第一换热器e105和第二换热器e101形成换热网络，从而有效地降低了能耗。
第二换热器e101第二流道出口处的管路上还安装有第一冷却器器e102。第二进料泵p103与第一冷却器器e102之间还安装有溶剂储罐d105。
进一步地，溶剂再生塔c103塔底还设有用于维持搭底温度的再沸器e104。再沸器e104的热源由蒸汽（蒸汽设置在0.4mpa）提供，以防止重沸器管束壁温过高，从而造成溶剂的热降解。另外，再沸器e104采用低压蒸汽作为热源，充分利用现有热源与冷源，能耗小。
进一步地，本炼厂胺液脱硫系统还包括与溶剂再生塔c103依次连接的第二冷却器e103和酸性气分液罐d104，酸性气分液罐d104分离出的酸性水返回溶剂再生塔c103上部作回流，酸性气分液罐d104分离出的酸性气送至硫磺回收装置。
本发明提出的炼厂胺液脱硫系统，将溶剂再生塔c103分为两条线产出，这样将溶剂再生塔c103分为上、下两部分，上部分的贫液采用低深度再生，下部分贫液采用完全再生，通过减小贫液的再生深度这种方法来达到降低再沸器e104负荷的目的。同时，利用富液闪蒸罐d103进行高温低压闪蒸，降低再生酸性气烃含量，减少有效资源的浪费。另外，通过对同一h2s负荷的富吸收剂进行集中再生，其再生效率高，同时减少设备投资。
本发明进一步提出一种炼厂胺液脱硫系统的脱硫方法。
一种基于上述炼厂胺液脱硫系统的脱硫方法，包括以下歩骤：
催化干气进入第一炼厂气脱硫塔c101下部，与从第一炼厂气脱硫塔c101上部来的可再生的脱硫剂逆流接触，得到净化第一炼厂气物流和高h2s负荷的富液，同时催化液化气进入第二炼厂气脱硫塔c102下部，与从第二炼厂气脱硫塔c102上部来的可再生的脱硫剂逆流接触，得到净化第二炼厂气物流和低h2s负荷的富液；
第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的塔釜富液混合后经富液闪蒸罐d103脱气后进入溶剂再生塔c103，溶剂再生塔c103第一再生贫液出口流出的贫液送至第一炼厂气脱硫塔c101作为脱硫剂循环使用，溶剂再生塔c103第二再生贫液出口流出的贫液送至第二炼厂气脱硫塔c102作为脱硫剂循环使用。
具体地，控制催化干气进入第一炼厂气脱硫塔c101的进料温度为15℃~50℃，控制催化液化气进入第二炼厂气脱硫塔c102的进料温度为15℃~50℃（优选33℃），第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的操作温度均为20℃~65℃（优选30℃），第一炼厂气脱硫塔c101和第二炼厂气脱硫塔c102的操作压力为0.1mpa~10mpa（优选1.2mpa）。在这些条件下，可以使得到净化的第一、二炼厂气中含硫量达到排放要求。
具体地，富液经闪蒸罐脱气后由经再生塔进料泵p101升压，压力为0.1mpa~6mpa，升压后的富液经第一换热器e105换热后温度控制为75℃~115℃；溶剂再生塔c103塔底温度维持在90℃~150℃。在这些条件下，可以降低再沸器热负荷，降低再生酸性气烃含量，减少有效资源的浪费。
本发明在此提出以下几个实施例。
实施例1
脱硫工艺过程如下：以4900m3/h的进料量、38℃的进料温度、1.0mpa的进料压力将干气送入第一炼厂气脱硫塔c101下部，塔的操作温度为36℃，操作压力为0.85mpa，溶剂再生塔c103侧线采出的低深度再生吸收剂n-甲基二乙醇胺（mdea）送入第一炼厂气脱硫塔c101上部，两者逆流接触进行传质。干气中的酸性物质（h2s、co2）等被脱硫剂吸收，得到净化的干气物流（h2s=10mg/m3≤150mg/m3）和高h2s负荷的富液。
以30000kg/h的进料量、35℃的进料温度、1.3mpa的进料压力将液化气送入第二炼厂气脱硫塔c102下部，塔的操作温度为35℃，操作压力为1.112mpa，使其与来自溶剂再生塔c103底部完全再生的浓度为30wt%的吸收剂mdea（n-甲基二乙醇胺）逆流接触，充分吸收后得到净化的液化气物流（h2s=5mg/m3≤50mg/m3）和低h2s负荷的富液。
低h2s负荷的富液和高h2s负荷的富液在混合罐中混合后至第一换热器e105换热至90℃后进入富液闪蒸罐d103，经闪蒸脱气后由再生塔进料泵p101升压至0.31mpa进入溶剂再生塔c103再生，溶剂再生塔c103的操作温度为100℃，操作压力为0.06mpa，溶剂再生塔c103塔底设有重沸器，维持塔底温度115℃，溶剂再生塔c103底出来的深度再生贫液送至第二换热器e101换热冷却至38℃后进入溶剂储罐d105，之后送入第二炼厂气脱硫塔c102作为脱硫剂循环使用。溶剂再生塔c103塔顶出来的酸性气经第二冷却器e103冷却后进入再生酸性气分液罐d104进行气液分离后送至硫磺回收装置，再生酸性气分液罐d104底部的液相返回溶剂再生塔c103上部回流循环使用。溶剂再生塔c103侧线采出一定再生深度的富液经换热器降温后通过升压泵打入第一炼厂气脱硫塔c101上部作为脱硫剂循环使用。损耗的吸收剂由装置外来的贫剂补充。
实施例2
本实施例脱硫工艺除了操作参数其他各步骤均与实施例1相同，具体参数如下：吸收剂浓度45wt%，液化气进料量30000kg/h，进料温度30℃，进料压力1.1mpa，液化气脱硫塔的操作温度35℃，操作压力1mpa，干气进料量4900m3/h，进料温度30℃，进料压力0.9mpa，第一炼厂气脱硫塔c101操作温度35℃，操作压力0.8mpa，第二换热器e101温度80℃，再生塔进料泵p101升压至0.1mpa，溶剂再生塔c103操作温度90℃，操作压力0.03mpa，重沸器维持塔底温度110℃，第二换热器e101换热冷却温度30℃。
实施例3
本实施例脱硫工艺除了操作参数其他各步骤均与实施例1相同，具体参数如下：吸收剂浓度15wt%，液化气进料量30000kg/h，进料温度40℃，进料压力2.1mpa，液化气脱硫塔的操作温度45℃，操作压力2mpa，干气进料量4900m3/h，进料温度40℃，进料压力1.1mpa，第一炼厂气脱硫塔c101的操作温度45℃，操作压力1mpa，第二换热器e101温度110℃，再生塔进料泵p101升压至0.3mpa，溶剂再生塔c103操作温度110℃，操作压力0.1mpa，重沸器维持塔底温度130℃，第二换热冷却温度50℃。
实施例4
本实施例脱硫工艺除了操作参数其他各步骤均与实施例1相同，具体参数如下：采用吸收剂浓度32wt%，液化气进入液化气脱硫塔的进料温度为33℃，液化气进料量30000kg/h，进料压力1.3mpa，液化气脱硫塔的操作温度32℃，操作压力为1.2mpa，充分吸收后得到净化的液化气物流（h2s=2mg/m3≤50mg/m3），干气进入第一炼厂气脱硫塔c101的进料温度为35℃，干气进料量为4900m3/h，第一炼厂气脱硫塔c101的操作温度为38℃，操作压力为0.9mpa，充分吸收脱硫后，得到净化的干气物流（h2s=3mg/m3≤150mg/m3）第二换热器e101中的换热温度为90℃，再生塔进料泵p101将富液升压至0.3mpa后进入溶剂再生塔c103（，重沸器维持塔底温度为120℃。
实施例5
来自某石化企业的催化裂化装置的产品—干气和液化气，进行脱硫化氢精制，其中干气含有0.25wt%h2s和0.54wt%co2，液化气含有0.27wt%h2s。该石化企业对脱硫后产品的质量要求为：净化干气中h2s≤150mg/m3，净化液化气中h2s≤50mg/m3。
采用本发明的脱硫方法进行脱硫，操作条件为：吸收剂为30wt%的n-甲基二乙醇胺（mdea）水溶液，液化气进料量为24388kg/h，进料温度32℃，进料压力1.4mpa，操作温度32℃、操作压力1.213mpa；干气进料量为4366m3/h，进料温度38℃，进料压力1.0mpa，操作温度30℃、操作压力0.95mpa；第二换热器e101温度90℃，升压压力0.26mpa，溶剂再生塔c103操作温度105℃、操作压力0.1mpa，重沸器维持塔底温度123℃，换热冷却温度38℃。
为了进行对比，我们将同样的干气和液化气在相同的操作条件下（与前述实施例5条件相同）分别进行脱硫，脱硫后的富液合并后在集中再生，此时干气脱硫塔脱硫所需贫液量为15000kg/h，液化气脱硫塔脱硫所需贫液量为3000kg/h，合并后吸收剂的再生量为18000kg/h。而采用本发明方法（充分采用适宜的再生深度），可以避免了不必要的再沸器e104负荷，从而降低再生塔再沸器e104的负荷，溶剂再生塔c103的再沸器e104的负荷由分级使用前的2602mj/h减小到2028mj/h，较之前减少了22.06%能耗。
以上仅为本发明的优选实施例，并非因此限制本发明的专利范围，凡是利用本发明说明书及附图内容所作的等效结构变换，或直接或间接运用在其他相关的技术领域，均同理包括在本发明的专利保护范围内。